UNIVERSIDAD DE MAGALLANES FACULTAD DE INGENIERÍA DEPARTAMENTO DE QUÍMICA

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1 UNIVERSIDAD DE MAGALLANES FACULTAD DE INGENIERÍA DEPARTAMENTO DE QUÍMICA SIMULACIÓN ESTACIONARIA DE PLANTAS DE FCCU (FLUID CRACKING CATALITIC UNIT) E INTEGRACION ENERGÉTICA. ENAP REFINERIAS ACONCAGUA. MARÍA FRANCISCA GARRIDO MUÑOZ 21

2 UNIVERSIDAD DE MAGALLANES FACULTAD DE INGENIERÍA DEPARTAMENTO DE QUÍMICA SIMULACIÓN ESTACIONARIA DE PLANTAS DE FCCU (FLUID CRACKING CATALITIC UNIT) E INTEGRACION ENERGÉTICA. ENAP REFINERIAS ACONCAGUA. Trabajo de titulación presentado en conformidad a los requisitos para obtener el título de Ingeniero Civil Químico Profesor Guía: Sr. Lorenzo Lazaneo Cerda Supervisor ERA: Sr. Esteban Progaska MARÍA FRANCISCA GARRIDO MUÑOZ 21

3 RESUMEN En el presente trabajo de tesis se realizaron las simulaciones en HYSYS V 7.1 de las plantas de Tratamiento de LPG y Fuel Gas N 3, Tratamiento de Aminas N 4, Sour Water Stripper N 1, Sour Water Stripper N 2 y la Columna Principal EMC-71 perteneciente a la sección de fraccionamiento de la Planta de Cracking Catalíco Fluidizado de ENAP Refinerías Aconcagua ubicada en Concón, Quinta Región, Chile. Las plantas se han simulado con dos objetivos principales: Entregar una herramienta de predicción, que muestre una tendencia del comportamiento de las operaciones unitarias simuladas o de las plantas en general, frente a un cambio en las condiciones de operación. Utilizar los datos entregados por HYSYS V 7.1 para evaluar una integración energética entre las corrientes calientes que salen de la Columna Principal EMC-71 específicamente la Nafta pesada, Cycle Oil Liviano (COL), Cycle Oil Pesado (COP) y el Decantado con los reboilers de los strippers de las cuatro plantas nombradas anteriormente. Para realizar el estudio de integración energética se propusieron las siguientes formas: Integración de calor indirecta, la cual contempló la producción de vapor de baja presión (3 kg/cm 2 ) para integrarlo con los reboilers de los strippers de las Plantas de SWS N 1 y N 2, Planta de Tratamiento de LPG y Fuel Gas N 3 y Plantas de Tratamiento de Aminas N 4. Integración de calor directa, en ésta se utilizó el Método Pinch, debido a que es uno de los métodos más conocidos, fáciles de usar y con resultados exitosos en las diversas aplicaciones industriales, este método consideró como corrientes calientes el COL, COP y Decantado y como corrientes frías los fondos de los strippers que se deben calentar en los reboilers. Luego de realizar el estudio se concluyó que no es viable realizar la integración de calor entre las corrientes propuestas debido a que el calor que pueden aportar las corrientes calientes elegidas corresponde a aproximadamente un 11% del calor necesario para realizar el calentamiento en los reboilers estudiados y la inversión necesaria para implementar el sistema sería muy alta para una recuperación de calor tan baja. iii

4 ÍNDICE RESUMEN... III ÍNDICE... IV ÍNDICE DE TABLAS... VI ÍNDICE DE FIGURAS... VIII 1. CAPITULO I INTRODUCCIÓN OBJETIVO GENERAL OBJETIVOS ESPECÍFICOS CAPITULO II DESCRIPCIÓN DEL PROCESO DE REFINACIÓN PROCESO DE CRACKING CATALÍTICO FLUIDIZADO Cracking Catalítico Fraccionamiento Recuperación de Livianos Fraccionadora Principal EMC PROCESO DE TRATAMIENTO DE LPG Y FUEL GAS N 3 (LPG 3) Tratamiento de Fuel Gas Tratamiento de aminas PROCESO DE TRATAMIENTO DE AMINAS N 4 (LPG 4) PROCESO PLANTA SOUR WATER STRIPPER N 1 (SWS 1) PROCESO PLANTA SOUR WATER STRIPPER N 2 (SWS 2) CAPITULO III DATOS DE LAS SIMULACIONES Fraccionadora Principal EMC LPG Tratamiento de Aminas Sour Water Stripper Sour Water Stripper iv

5 3.2 RESULTADOS DE LAS SIMULACIONES Simulación de la columna principal EMC Simulación de la Planta de LPG Simulación de la Planta de Tratamiento de Aminas Simulación de la Planta de Sour Water Stripper Simulación de la Planta de Sour Water Stripper CAPITULO IV INTEGRACIÓN DE ENERGÉTICA Datos para la Integración Energética Integración Energética Indirecta Análisis de Integración de Calor a Través del Método Pinch CAPITULO V DISCUSIÓN DE LOS RESULTADOS Simulaciones Integración Energética CONCLUSIONES REFERENCIAS ANEXOS...81 A.- B.- IMAGEN DE LA PANTALLA PRINCIPAL DE LAS SIMULACIONES...82 BALANCES DE MASA Y ENERGÍA...88 v

6 ÍNDICE DE TABLAS Tabla 3.1 Muestra los requerimientos externos de calentamiento y enfriamiento de las distintas plantas para su normal operación, Estos servicios son entregados por la Planta de Suministro Tabla 3.2 Muestra la composición y curvas de destilación de las corrientes más livianos que salen de la columna principal EMC Tabla 3.3 Muestra las curvas de destilación de las corrientes más pesadas que salen de la columna principal EMC Tabla 3.4 Datos de operación y diseño de la Columna Principal EMC Tabla 3.5 Datos de operación y diseño de los Strippers laterales de la Columna Principal EMC Tabla 3.6 Datos de operación y diseño de los intercambiadores y Aeroenfriadores de recirculaciones de la EMC Tabla 3.7 Datos de operación y diseño de los intercambiadores y Aeroenfriadores de productos de salida de la EMC Tabla 3.8 Datos de operación y diseño de los intercambiadores y de productos de salida de la EMC-71 que se consideran para realizar la Integración de Calor...4 Tabla 3.9 Datos de operación de la corriente de fuel gas y DEA que ingresan al absorbedor E Tabla 3.1 Datos de operación de la corriente de LPG y DEA que ingresan al absorbedor E Tabla 3.11 Condiciones de operación consideradas en la simulación de los equipos principales de la Planta de LPG Tabla 3.12 Datos de operación de la corriente de Fuel Gas y DEA que ingresan al absorbedor EA-181 de la planta de HDT Tabla 3.13 Datos de operación de la corriente de Fuel Gas, LPG y DEA que ingresan a los absorbedores EA- 354 y 355 de la planta de Coker...44 Tabla 3.14 Condiciones de operación consideradas en la simulación de los equipos principales de la Planta de Tratamiento de Aminas Tabla 3.15 Condiciones de operación de la corriente de aguas ácidas que ingresan a la planta de SWS Tabla 3.16 Condiciones de operación de intercambiadores presentes en la planta de SWS Tabla 3.17 Condiciones de operación del Aeroenfriador presente en la planta de SWS Tabla 3.18 Condiciones de operación de las bombas presentes en la planta de SWS Tabla 3.19 Condiciones de operación del stripper de aguas ácidas E Tabla 3.2 Condiciones de operación de la corriente de aguas ácidas que ingresan a la planta de SWS Tabla 3.21 Condiciones de operación de intercambiadores presentes en la planta de SWS Tabla 3.22 Condiciones de operación del Aeroenfriador presente en la planta de SWS Tabla 3.23 Condiciones de operación de las bombas presentes en la planta de SWS Tabla 3.24 Condiciones de operación del stripper de aguas ácidas E vi

7 Tabla 3.25 entrega la comparación de las corrientes de entrada salida porle tope, fondo y corrientes laterales de la columna EMC Tabla 3.26 Comparación de las corrientes de tope y de fondo del absorbedor de LPG E-35 compradas según Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la simulación en HYSYS...53 Tabla 3.27 Comparación de las corrientes de tope y de fondo del absorbedor de Fuel Gas E-353 comparadas según Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la simulación en HYSYS Tabla 3.28 Comparación de las corrientes de tope y de fondo del Stipper de aminas E-354 entregadas según Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la simulación en HYSYS...55 Tabla 3.29 Comparación de las corrientes de salida de tope y de fondo del absorbedor de Fuel Gas EA-354 entregadas según Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la simulación en HYSYS...56 Tabla 3.3 Comparación de las corrientes de salida de tope y de fondo del absorbedor de LPG EA-355 entregadas según Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la simulación en HYSYS...56 Tabla 3.31 Comparación de las corrientes de alimentación y salida por el tope y fondo del Stripper de aminas E- 41 entregadas según Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la simulación en HYSYS...59 Tabla 3.32 Comparación de las corrientes de alimentación y salida por el tope y fondo del Stripper de Aguas Ácidas E-11 entregadas según Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la simulación en HYSYS Tabla 3.33 Comparación de las corrientes de alimentación y salida por el tope y fondo del Stripper de Aguas Ácidas E-21 entregadas según Ingeniería Básica con respecto a los resultados entregados por la simulación en HYSYS Tabla 4.1 Intercambiadores asociados a la columna EMC-71 considerados para la integración de calor...64 Tabla 4.2 Datos de Ingeniería Básica Intercambiadores...65 Tabla 4.3 Resultados para IC-752 del análisis realizado en HYSYS para el Caso A Tabla 4.4 Resultados para IC-757 del análisis realizado en HYSYS para el Caso A Tabla 4.5 Resultados para IC-752 del análisis realizado en HYSYS para el Caso B Tabla 4.6 Resultados para IC-757 del análisis realizado en HYSYS para el Caso B Tabla 4.7 Datos de las corrientes calientes involucradas en la integración energética...67 Tabla 4.8 Datos de las corrientes frías involucradas en la integración energética...67 Tabla 4.9 Temperaturas ajustadas vii

8 ÍNDICE DE FIGURAS Figura 2.1 Diagrama de Flujo del sistema de Refinación de crudo en ENAP Refinerías Aconcagua...8 Figura 2.2 Diagrama de Flujo Sección de Fraccionamiento de Planta de Cracking Catalítico Fluidizado...18 Figura 2.3 Diagrama de flujo Planta de LPG Figura 2.4 Diagrama de Flujo Planta de Tratamiento de Aminas Figura 2.5 Diagrama de Flujo Planta de Sour Water Striper Figura 2.6 Diagrama de Flujo Planta de Sour Water Stripper Figura 4.1 Cascada de Calor...69 Figura 4.2 Diagrama de Red...71 Figura 4.3 Curva Compuesta de las corrientes calientes y frías Figura 4.4 La Gran Curva Compuesta viii

9 1. CAPITULO I 1.1 INTRODUCCIÓN 1.2 OBJETIVO GENERAL. 1.3 OBJETIVOS ESPECÍFICOS 1

10 1.1 INTRODUCCIÓN La simulación de plantas químicas ha sido una gran herramienta en el desarrollo de proyectos de ingeniería, ayudando a predecir el comportamiento de las operaciones unitarias estudiadas. En el presente trabajo se han simulado cuatro plantas y una columna de destilación todas estas pertenecientes a ENAP Refinerías Aconcagua (ERA), dichas simulaciones se han realizado en HYSYS V 7.1 a continuación se nombran las plantas simuladas: Planta de Tratamiento de LPG y Fuel Gas N 3. Planta de Tratamiento de Aminas N 4. Planta de Sour Water Stripper N 1. Planta de Sour Water Stripper N 2. Columna Fraccionadora Principal EMC-71 de la Planta de Cracking Catalítico Fluidizado. Uno de los grandes desafíos que tiene la industria de procesos químicos en la actualidad es maximizar el ahorro energético por lo cual se han desarrollado diversos métodos de optimización energética, uno de los más exitosamente utilizados es Método Pich por lo cual se ha decidido utilizar éste método para analizar la posibilidad de realizar una integración energética entre las plantas simuladas. La propuesta es hacer una integración de calor entre las corrientes calientes que salen de la columna principal EMC-71 que corresponden a la Naphta, COL, COP y Decantado, analizando la cantidad de calor que pueden aportar éstas corrientes en forma de vapor de media presión para lo cual se realiza un análisis en la simulación de la columna principal EMC-71 y realizando una integración directa entre éstas corrientes y las corrientes frías que se deben calentar en las plantas de Sour Water Stripper 1, Sour Water Stripper 2, Tratamiento de LPG y Fuel Gas 3 y Tratamiento de Aminas 4. 2

11 1.2 OBJETIVO GENERAL. Simular las plantas de tratamiento de LPG y Fuel Gas, regeneradoras de aminas, plantas de tratamientos aguas ácidas y la unidad de fraccionamiento de la planta de Fluid Cracking Catalitic (FCC), para posteriormente utilizar los datos de las simulaciones en analizar una integración energética entre plantas. 1.3 OBJETIVOS ESPECÍFICOS. Simular en estado estacionario las plantas Sour Water Stripper 1, Sour Water Stripper 2, Tratamiento de LPG y Fuel Gas 3, Tratamiento de Amina 4, Columna de Fraccionamiento Principal EMC-71 de FCCU en HYSYS V 7.1. Realizar un análisis de integración energética entre las corrientes calientes laterales Cycle Oil Liviano (COL), Cycle Oil Pesado (COP) y Decantado de la columna principal de FCC EMC-71 y los reboilers de los strippers de las plantas simuladas utilizando los datos entregados por HYSYS V

12 2. CAPITULO II 2.1 DESCRIPCIÓN DEL PROCESO DE REFINACIÓN 2.2 PROCESO DE CRACKING CATALÍTICO FLUIDIZADO Cracking Catalítico Fraccionamiento Recuperación de Livianos Fraccionadora Principal EMC PROCESO DE TRATAMIENTO DE LPG Y FUEL GAS N 3 (LPG 3) Tratamiento de Fuel Gas Tratamiento de Aminas 2.4 PROCESO DE TRATAMIENTO DE AMINAS N 4 (LPG 4) 2.5 PROCESO PLANTA SOUR WATER STRIPPER N 1 (SWS 1) 2.6 PROCESO PLANTA SOUR WATER STRIPPER N 2 (SWS 2) 4

13 2.1 DESCRIPCIÓN DEL PROCESO DE REFINACIÓN ENAP Refinerías Aconcagua consiste en instalaciones industriales que incluyen instalaciones marítimas para recepción y embarque de crudo y productos derivados del petróleo en Terminal Quintero, refinería de petróleo y patio de almacenamiento de productos en Concón. El Diagrama de Procesos ENAP Refinerías Aconcagua (Figura 2.1) representa en forma esquemática las plantas de mayor importancia en el proceso de refinación. Previo al proceso de refinación, está la etapa de recepción del petróleo crudo que se realiza en Terminal Quintero, desde donde es enviado a través de oleoductos que comunican ese terminal con las instalaciones de almacenamiento de ERA en Concón. El proceso de refinación se inicia con el procesamiento del petróleo crudo a las unidades de Destilación Atmosférica y Vacío (Topping y Vacío), donde se aprovechan las características fisicoquímicas del petróleo para separar por destilación los distintos productos, que serán usados en la preparación y/o mezcla de productos finales. Los productos de la destilación atmosférica son: gases, gasolina, nafta, kerosene, diesel, gas oil y crudo reducido. Este último es procesado en la unidad de vacío, donde se obtiene como producto gas oil y producto de fondo o pitch. Los productos finales tales como el kerosene y el diesel son enviados a estanque. Los productos restantes son sometidos a nuevas etapas de transformación, en las unidades que se describen brevemente a continuación. Craqueo Catalítico Fluidizado: La función principal de esta unidad es la producción de gasolina de alto octanaje sin plomo y gas licuado. La materia prima de esta unidad es el gas oil producido en la unidad de Destilación Atmosférica y Vacío. Planta de Ácido: Procesa los gases azufrados de la refinería y el ácido sulfúrico gastado de la Unidad de Alquilación, produciendo ácido sulfúrico concentrado el cual es reutilizado en el proceso de Alquilación. Alquilación: Esta unidad tiene como objeto producir iso-octano (Alquilato) para la preparación de gasolina de aviación. Para ello utiliza como materia prima una corriente de Butanos proveniente de la unidad de Tratamiento de Gas Licuado, la que reacciona con ácido sulfúrico concentrado a baja temperatura. DIPE: Esta planta se alimenta con propileno y agua para producir di-iso-propil eter que posteriormente es mezclado con gasolina o enviado a almacenamiento. 5

14 Tratamiento de Livianos: Procesa los gases ricos en contenido de gas licuado (LPG), generados en las distintas unidades de proceso, y la gasolina de la unidad de Destilación Atmosférica y de Vacío y Cracking Catalítico, entregando gas licuado, gasolina y gas combustible. Planta de Tratamiento de Aminas: esta planta tiene por objetivo regenerar la amina rica en acido sulfhídrico, proveniente de las unidades de Coker y HDT obteniendo dos corrientes: una de gas ácido el cual es enviado a la URA y una corriente liquida de amina pobre que es reutilizada es las plantas respectivas. Planta de Azufre: Trata los gases azufrados de la refinería para dejar el azufre como azufre elemental líquido y sólido. Tratamiento de Gas Licuado: Tiene por objeto eliminar el ácido sulfhídrico y compuestos mercaptánicos con amina y soda, y separar el LPG en Propano y Butano. Tratamiento de Gas Combustible: Procesa el gas combustible generado en las unidades de proceso, con el objeto de eliminar el ácido sulfhídrico contenido en él a través de un tratamiento con aminas. Se obtiene un gas combustible de bajo contenido de azufre que es utilizado internamente y una corriente de gases azufrados que se envía a la Planta de Azufre o a la Planta de Ácido. Merox: Estas unidades tiene por objetivo el tratamiento de solventes, kerosene, gasolina de la Unidad de Destilación Atmosférica y de Vacío, Viscorreducción y Cracking Catalítico; permitiendo controlar los compuestos azufrados convirtiéndolos en elementos no corrosivos. Solventes: Parte de la nafta proveniente de la Unidad de Destilación Atmosférica y Vacío es alimentada a esta unidad, con el objeto de producir, mediante el proceso de destilación, Solvente Nº4, gasolina blanca y aguarrás mineral. Viscorreductora: En esta unidad es procesado el pitch proveniente de la unidad de vacío y donde los productos obtenidos son gases, gasolina, diesel, gas oil y tar. Este último es el principal producto de esta unidad y es utilizado en la preparación de petróleos combustibles. Hidrocracking: Esta unidad procesa parte del gas oil de vacío, el que reacciona con hidrógeno en un ambiente de alta temperatura y presión, para producir, principalmente, diesel de bajo contenido de azufre. Isomerización: Esta unidad es alimentada con gasolina de la Unidad de Destilación Atmosférica, previamente desulfurizada. En esta unidad la gasolina es sometida a reacciones de isomerización en un ambiente saturado en hidrógeno y a alta presión, con el objeto de aumentar el octanaje de la gasolina. Hidrotratamiento de Nafta: Esta unidad elimina el contenido de azufre de la corriente de nafta proveniente de la Unidad de Destilación y Vacío, para posteriormente enviar la nafta libre de azufre a la unidad de Reformación Catalítica. Reformación Catalítica: En esta unidad la nafta reacciona en presencia de hidrógeno con el objeto de producir gas licuado y gasolina de alto octanaje (reformato). Además, producto de las 6

15 reacciones de reformación se produce una importante cantidad de Hidrógeno, el que es utilizado en el mismo proceso y en otros como Hidrocracking, Hidrodesulfurización de Diesel e Isomerización. Hidrodesulfurización de Diesel: Tiene como objeto desulfurizar el diesel de las unidades de refinación, obteniendo un diesel de alta calidad y bajo azufre. Hidrotratamiento de Gasolinas: Esta planta procesa la gasolina proveniente de las unidades de Coquización Retardada y Cracking Catalítico Fluidizado teniendo como objetivo reducir el contenido de azufre que tiene la corriente de gasolina reduciendo al mínimo la pérdida de octanos. Coker: Esta unidad se procesa el pitch proveniente de la unidad de vacío obteniéndose gas oil liviano de coker (LCGO), gas oil pesado de coker (HCGO), Nafta, LPG y Fuel gas y Coque. 7

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17 2.2 PROCESO DE CRACKING CATALÍTICO FLUIDIZADO. En el proceso de Cracking Catalítico Fluidizado se distinguen tres partes fundamentales: Sección Reactor Regenerador: Donde se efectúa la reacción y regeneración del Catalizador de Cracking. Sección de Fraccionamiento: Separa los productos resultantes según su rango de destilación. Recuperación de Livianos: De la corriente de gases obtenida en la sección de fraccionamiento se recupera el L.P.G Cracking Catalítico El Cracking Catalítico Fluidizado con Regenerador de Alta Eficiencia, es un proceso mediante el cual los hidrocarburos de alto peso molecular, se ponen en contacto con un catalizador finamente pulverizado y en un medio fluidizado, se convierten con la aplicación de calor, en hidrocarburos más livianos y de mayor valor comercial. Esto se lleva a cabo en un CONVERTIDOR, que consta de dos unidades básicas REACTOR Y REGENERADOR. Una de las características principales del Cracking Catalítico, es su selectividad, propiedad que permite optimizar el rendimiento de los distintos productos (L.P.G., Gasolina, Aceites Livianos), según el tipo de catalizador empleado y las condiciones de operación prefijadas. La propiedad fundamental de los catalizadores de Cracking, es su aptitud para transferir protones, fuente principal de la acidez necesaria para iniciar las reacciones de: ruptura del enlace C-C, transferencia de Hidrógeno, deshidrogenización, isomerización y polimerización, entre las más representativas. Las reacciones de Cracking, promovidas por el catalizador comienzan inmediatamente al contacto de la carga con el catalizador en un ducto del Reactor llamado RISER-CRACKING, produciendo vapores de hidrocarburos, gases y coque residual. La fluidización del catalizador en el RISER, se consigue con la velocidad que imprime la carga de alimentación, y con vapor inyectado en distintos puntos. 9

18 Las reacciones de crackeo conducen a la formación de coque, principalmente por polimerización y condensación de aromáticos, el que junto con algo de hidrocarburos arrastrados y ocluidos, se deposita sobre la superficie del catalizador, siendo esto un factor de deactivación temporal. La cantidad de coque producido es función de las características de la carga, contenido de metales acumulados en el catalizador, severidad del Cracking, actividad del catalizador y tiempo de contacto entre carga y catalizador. Los hidrocarburos ocluidos en el catalizador gastado son removidos por la acción de vapor de stripping en un STRIPPER en el reactor. Los gases y vapores de hidrocarburos producidos son separados del catalizador fino, todavía en suspensión, a la salida del reactor, por ciclones, y pasan a través de la línea de transferencia al FRACCIONADOR. Las reacciones de Cracking son ENDOTÉRMICAS, y parte del calor necesario se obtiene de la reacción EXOTÉRMICA de regeneración del catalizador, por combustión controlada del coque en el REGENERADOR, hasta donde es arrastrado por aire desde el STRIPPER. En el sistema reactor-regenerador, se establecerá entonces un "balance térmico". Este balance implica un equilibrio entre el calor total aportado y el consumido. El calor aportado se compone del calor sensible transportado por el catalizador que viene del regenerador y el calor con que llega la carga. El calor consumido, es el calor necesario para terminar de vaporizar la carga y permitir la reacción. Cualquier aumento de calor requerido por el reactor para mantener su temperatura, producirá un aumento del flujo de catalizador del Regenerador al Reactor, regulado por un TC, que actúa sobre la válvula de corredera (slide) en el ducto de catalizador regenerado. La temperatura del Regenerador afectará también el flujo de catalizador caliente al Reactor. Aumentos en la temperatura del Regenerador disminuirá el flujo de catalizador y viceversa. Si el quemado de coque produce más calor que el requerido por el Reactor, la temperatura del regenerador subirá, en caso contrario disminuirá. 1

19 El grado de conversión de la carga en el REACTOR, la extensión de la reacción, la distribución de los productos crackeados y la producción de gas y coque están influenciados por las distintas variables de operación Fraccionamiento El proceso de Fraccionamiento consiste en la separación de la mezcla de hidrocarburos resultantes de la reacción de Cracking, de amplio rango de ebullición, en varios productos que contienen hidrocarburos de rango de ebullición más estrecho, y agrupados gradualmente de menor a mayor, desde el tope al fondo de la torre fraccionadora. En este principio descansa la operación del Fraccionador de Cracking, que salvo las características propias que lo adecúan a los productos que debe separar, no difiere fundamentalmente de otros fraccionadores. Los vapores de hidrocarburos crackeados que vienen del reactor, suben por una sección de baffles en contra corriente con un reflujo de barro y reflujo interno de la torre, con el objeto de detener y arrastrar hacia el fondo, las partículas de catalizador arrastrado. Desde la sección de baffles de la torre y hacia arriba en los platos de burbujeo, los vapores se van enfriando gradualmente al contacto con líquido que desciende efectuándose una condensación parcial de los vapores. Este enfriamiento y condensación continúa a través de toda la torre, de modo que sólo los hidrocarburos más livianos o de más bajo punto de ebullición permanecerán en estado de vapor, saliendo por el tope de la torre. Para controlar las condiciones de temperatura, dentro de la torre, y por lo tanto la condensación de los hidrocarburos, se le inyectan reflujos (de tope y laterales). Estos reflujos aseguran un flujo descendente estable de hidrocarburos líquidos a través de la torre, permitiendo así una separación controlada de las distintas fracciones de hidrocarburos Recuperación de Livianos La Recuperación de Livianos consiste en un sistema de COMPRESIÓN, ABSORCIÓN, STRIPPING y FRACCIONAMIENTO, cuyo objeto es retener las fracciones de gas, producto de la conversión, más pesados que el etano. La ABSORCIÓN, es una operación en la cual una mezcla gaseosa se pone en contacto en contracorriente, con un líquido con el propósito de retener uno o más componentes del gas 11

20 solubilizándolos en el líquido. Tal operación logra la transferencia de una substancia desde la corriente de gas a la de líquido. Cuando la transferencia de materia ocurre en dirección opuesta, es decir del líquido al gas, la operación es llamada DESORCIÓN o STRIPPING. En la absorción, la corriente de gas a medida que asciende, se empobrece en el componente soluble, y consecuentemente, la fase líquida se enriquece en la misma cantidad a medida que desciende. La transferencia unidireccional de materia, desde el gas a la corriente líquida, produce efectos térmicos que deben ser considerados. Ella incluye un cambio de fase, y al calor de vaporización o condensación debe agregarse pequeñas cantidades de calor de solución. En la absorción, gran parte del calor liberado cuando el componente gaseoso condensa en la fase líquida, aparece como calor sensible en el líquido, ya que sólo una pequeña parte de él es vaporizado, utilizando el calor liberado por el gas como calor de vaporización. Por esta razón la temperatura de la fase líquida crece a través de la columna. El grado de absorción está influido por tres variables principales. Ellas son la temperatura, la presión y la cantidad de aceite de absorción (aceite pobre), que se alimenta a la torre. Se obtiene una mejor absorción con baja temperatura, alta presión y alto flujo de aceite pobre. En el sistema de recuperación de livianos el gas del acumulador de tope del fraccionador se comprime para retener las fracciones de gas deseadas por absorción C 3 y más pesadas, purificándolas de las indeseadas (etano y más livianos y parte del H 2 S), mediante el Stripping. Para asegurar una absorción Primaria, se usa una gasolina como aceite pobre, y la segunda etapa, el absorbedor Secundario, usa Cycle Oil Liviano (El aceite rico del Absorbedor Secundario, vuelve al Fraccionador como reflujo). Los gases que salen del absorbedor Primario, entran al absorbedor Secundario, con el objeto de completar la absorción de C 3 y más pesados, dejando libres el C 2 y más livianos que salen finalmente por el tope. 12

21 La torre debutanizadora obedece a todos los principios de fraccionamiento esbozados anteriormente Fraccionadora Principal EMC-71 El efluente del reactor de una unidad de FCC es raramente analizado. Es una gran mezcla de ebullición de hidrocarburos, vapor y catalizador en una temperatura muy caliente. Las condiciones típicas de temperatura son desde 483 a 552 ºC y de presión desde 2.4 a 3.42 Bar. Por lo tanto, la composición es mejor determinada por la combinación de los análisis de cada uno de los productos procedentes de la unidad de fraccionamiento. El fraccionador principal procesa el efluente del reactor y separa todos los productos que hiervan más alto que la gasolina. Estos productos incluyen el decantado, COP, COL y la nafta pesada. El COL y la nafta pesada tienen un rango de punto de ebullición que es fácilmente analizada con la destilación atmosférica ASTM D 86. Sin embargo, el COP y el decantado tienen un rango de punto de ebullición que requiere un método diferente de análisis. El COP puede tener un punto final de ebullición mayor a 483 º C. El COP y el decantado se pueden analizar con la destilación de vacío ASTM D116, sin embargo estas muestras rara vez se realiza de forma rutinaria. Las refinerías están preocupadas por la pérdida de COL en el decantado de petróleo, a veces se realizan unos puntos de destilación atmosférica para medir la perdida en el decantado. Se puede utilizar una prueba de destilación D2887 y D2887-extendida para analizar el COP y decantado. Estas dos corrientes tienen un contenido significativo de compuestos aromáticos y la simulación de la destilación se debe corregir para parafinas. Debido a lo anterior es que en el presente análisis se consideran las curvas de destilación de las corrientes de salida de la fraccionadora principal EMC-71 las cuales ingresan a un mezclador para salir en una sola corriente que es la alimentación a la columna fraccionadora, estas curvas se tabulan en el Capitulo 4 en Datos y Resultados. A continuación se describe el funcionamiento y las condiciones de operación de la columna fraccionadora EMC-71. La columna principal se divide en dos secciones: Zona de fraccionamiento 13

22 Zona de baffles La zona de fraccionamiento está provista de 38 bandejas y de tres colectores que corresponden a la nafta entre la bandeja Nº7 y la Nº8, el de Cycle Oil Liviano ubicado bajo la bandeja Nº 21 y el de Cycle Oil Pesado que se encuentra bajo la bandeja Nº 29. La zona de baffles se ubica en su parte inferior y tiene por objeto eliminar el catalizador arrastrado por los vapores que ascienden desde la zona flash cuenta con (8) baffles. Sistema de Tope. El vapor de agua y los hidrocarburos que salen por la línea de tope de EMC-71, pasa por un juego de enfriadores por aire: IC-715, yendo a continuación a completar su enfriamiento en los enfriadores por agua IC-716. El flujo ya enfriado ingresará al tambor acumulador de producto de tope FT-74. La gasolina acumulada es bombeada a través de las bombas JB-712, enviándola como reflujo de tope de EMC-71, controlado así la temperatura de tope de EMC-71. Nafta Pesada El colector de nafta se encuentra ubicado sobre la bandeja N 8 desde donde sale la línea de extracción para bifurcarse en dos sentidos: A stripper de nafta ES-74. A reflujo de nafta a EMC-71. En el primer caso la nafta se dirige hacia el stripper ES-74 sección superior, donde por medio de vapor de 15 lb./pulg2 de presión se remueven los hidrocarburos más livianos. Los hidrocarburos removidos se dirigen desde la parte superior de ES-74 hacia la EMC-71 ingresando a ésta bajo la bandeja N 7. La nafta strippeada es succionada por la bomba JB-71, y es enviada a enfriamiento con aire en el IC-713. Dirigiéndose a continuación a enfriarse con agua de refrigeración en IC-714, para luego irse a Tratamiento Merox. También existen las siguientes alternativas: Nafta a la línea de Diesel de Topping N 2, siendo como alternativa el envío a la línea de Diesel de Topping N 1. Nafta a línea de Cycle Oil Liviano (COL) a estanque. Nafta a Slop. 14

23 En caso de la Nafta a reflujo, ésta es succionada desde la línea de salida desde el fondo de la torre por la JB-79 dirigiéndose a continuación a intercambiar calor con agua de alimentación para caldera U-751 en el IC-711. Posteriormente, parte de su caudal se enfría con aire en IC-712. Dirigiéndose a continuación todo el flujo hacia la EMC-71, repartiendo el caudal sobre la bandeja N 5 a través de un distribuidor. Cycle Oil Liviano (COL) El Cycle Oil Liviano sale desde el colector ubicado entre la bandeja N 21 y la N 22 y se dirige en dos sentidos. El primero corresponde al flujo que va al stripper ES-73 en sección inferior. Los hidrocarburos strippeados por la acción del vapor de agua de 15 lb./pulg2 de presión vuelven a la EMC-71 bajo la bandeja N 21.El COL es succionado por la bomba JB-78 descargando al intercambiador de calor IC-78 donde le entrega calor al agua de alimentación a la caldera U-751. Luego el flujo continúa hacia los enfriadores por aire IC-79. Posteriormente, previo enfriamiento con agua de refrigeración en el IC-71 se puede ir a: Estanque de COL. A la línea de Diesel de Topping N 2 medido por el FR-75. A MHC a la succión de la bomba JB-33. A la línea de Diesel de Topping N 1. A estanque de Slop. El segundo circuito pasa por los filtros paralelos desde donde succiona la bomba JB-77 a los filtros paralelos llega una línea de estanque, usado para las partidas o pérdidas de nivel en el colector de EMC-71 durante la operación de la unidad. La bombas JB-77 descarga a un colector ramificándose en tres circuitos. COL a reboiler IC-732: Es el flujo calefactor del Stripper ES-723. Este flujo de Cycle Oil Liviano se integra al conjunto del reflujo de COL. COL a precalentador de carga ES-724: Entrega calor en intercambiador IC-733 a la carga de gasolina a debutanizar en la ED-724, el flujo se reintegra al total del reflujo. 15

24 COL a IC-77: Entregando calor al agua de alimentación a calderas de barro, este intercambiador puede ser usado como enfriador de COL entregando calor al agua de refrigeración. El COL enfriado intregra el total del reflujo que ingresa sobre la bandeja Nº 19 de la EMC-71 a través de un distribuidor. Cycle Oil Pesado (COP). El colector de Cycle Oil Pesado se ubica entre las bandejas Nº29 y 3 de la torre EMC-71, desde allí sale una línea que se bifurca en dos circuitos: De un arranque succiona la bomba de reflujo JB-76 que descarga en las siguientes direcciones: A Flushing oil. Al combustor como Torch Oil. Como reciclo al reactor. A reflujo caliente bajo el colector de Cycle Oil Pesado. A rehervidor de la torre debutanizadora ED-724. En el último caso, el Cycle Oil Pesado ingresa al rehervidor IC-736 a calefaccionar el fondo de la debutanizadora o estabilizadora de gasolina. El flujo una vez salido del IC-736 ingresa como reflujo de EMC-71 a través de un distribuidor ubicado sobre la bandejanº 27. El otro arranque lo constituye la línea que carga el stripper ED-751. El vapor de stripping lo constituye una corriente de vapor de 15 psig. Los vapores retornan por el tope de ED-751 a la torre fraccionadora EMC-71, sobre el colector de COP. El líquido es retirado del stripper ED-751 mediante la bomba J-751 con las siguientes opciones: Flujo de extracción a blending (sin enfriamiento). Flujo de extracción con enfriamiento en caldera IC-75 para producir vapor de 15 psig. y luego enfriamiento con agua de refrigeración en IC-758 para envío a estanque. Producto de Fondo EMC-71. Se dispone de tres bombas accionadas por vapor, que son: J-74 y J-74A y J-74B, teniendo cada una de ellas línea de succión individual desde la torre. Sus descargas se dirigen a: Intercambiador IC-72 donde entrega calor a la carga de gas oil, yéndose a continuación a EMC- 71 como reflujo de barro a través de la línea común existente para este efecto. 16

25 Intercambiador IC-73 a generar vapor y corresponde a la ex IC-752, dirigiéndose a EMC-71 como reflujo de barro. Intercambiador IC-74, yéndose este flujo a EMC-71 como reflujo de barro. Circuito de carga al horno. Empalma aguas abajo del punto donde confluyen los flujos de salida de barro de IC-72, IC-73 y IC-74. Esta alternativa corresponde al barro que se envía a estanque. Nace desde la descarga de las Js-74 y se dirige al stripper del producto de fondo de EMC-71. Los hidrocarburos resultantes de la acción del vapor del stripping vuelven a la EMC- 71 bajo la bandeja Nº34. El barro strippeado es succionado por la bomba J-75, desde donde se divide en dos sentidos: Flujo de recirculación a stripper de producto de fondo ED-72. Flujo de barro a estanque. El reflujo ingresa a la EMC-71 a través de un distribuidor ubicado sobre la bandeja Nº

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27 2.3 PROCESO DE TRATAMIENTO DE LPG Y FUEL GAS N 3 (LPG 3) El LPG proveniente de la unidad de Cracking Catalítico es una mezcla de hidrocarburos (Propano, Propileno, Butano, Butilenos, Isobutano, etc.) los cuales contienen además impurezas como el ácido sulfhídrico (H 2 S), que es necesario eliminar para evitar que los productos terminados salgan corrosivos. La eliminación del H 2 S contenido en el LPG se realiza haciendo reaccionar el H 2 S con una solución acuosa al 2% (25 g/l) de Dietanolamina (DEA) a 38-4 ºC. Se forma un compuesto de adición que al calentarlo libera la DEA, desprendiendo el H 2 S, permitiendo de esta forma establecer un proceso continuo de extracción del H 2 S. El mecanismo de la reacción es el siguiente: (CH 2 OH-CH 2 ) 2-NH + H 2 O (CH 2 OH-CH 2 ) 2-NH 2 OH (2.1) DEA Hidróxido de DEA Al disolver la DEA en agua para preparar la solución al 2%, se forma el Hidróxido de DEA como un compuesto de adición, el cual reacciona con el H 2 S, según la siguiente reacción: 38 ºC ( CH 2 OH-CH 2 ) 2 -NH 2 OH + H2S ( CH 2 OH-CH 2 ) 2 -NH 2 HS + H 2 O (2.2) 129 ºC Hidróxido de DEA + Ac. Sulfhídrico Sulfuro ácido de DEA + Agua El sulfuro ácido de DEA formado, reacciona nuevamente con otra molécula de Hidróxido de DEA, completando la reacción de la siguiente forma: (CH 2 OH-CH 2 ) 2 -NH 2 HS + (CH 2 OH-CH 2 ) 2 -NH 2 OH ((CH 2 OH-CH 2 ) 2 -NH 2 ) 2 -S + H 2 O (2.3) Sulfuro ácido de DEA + hidróxido de DEA Sulfuro de DEA + Agua resumiendo estas reacciones en una sola, se puede expresar: 38 ºC 2((CH 2 OH-CH 2 ) 2 -NH) + 2 H 2 O+H 2 S (( CH 2 OH-CH 2 ) 2 -NH 2 ) 2 -S + 2H 2 O (2.4) 129ºC 19

28 2.3.1 Tratamiento de Fuel Gas El tail gas proveniente de la planta de Cracking Catalítico, es una mezcla de hidrocarburos mayoritariamente menores de tres átomos de carbono, que contienen además H 2 S, el cual es necesario eliminar. La eliminación se efectúa en una torre donde se hace pasar el gas en contracorriente con una solución de DEA al 2%. Se verifica la misma reacción mencionada anteriormente en el sistema de LPG. El fuel gas, libre de H 2 S, es enviado desde el tope de la torre hacia el sistema de fuel gas de refinería Tratamiento de aminas La DEA, rica en H 2 S, proveniente de las dos torres absorbedoras de LPG E-35 y Fuel Gas E-353 es enviada a flash drum F-38 y F-364, donde se separan las trazas de hidrocarburos arrastrados. Desde flash drum la DEA aproximadamente el 1% del flujo ingresa al filtro L-354 para luego ser bombeada por la J-36 junto con el resto del flujo al intercambiador de amina pobre/rica C-352 y C-373 para finalmente ingresar al Stripper E-354, donde es regenerada. La DEA se regenera en el Stripper al calentarla a 129ºC, temperatura a la cual la reacción de absorción se invierte, liberando el H 2 S. El H 2 S liberado es enviado a la unidad de Recuperación de Azufre o Planta de Ácido Sulfúrico. La DEA regenerada es enviada a las torres absorbedoras nuevamente. 2

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30 2.4 PROCESO DE TRATAMIENTO DE AMINAS N 4 (LPG 4) La Unidad de Regeneración de Aminas aquí descrita está diseñada para procesar y regenerar std. m3/h de corrientes de amina rica (2% peso solución de DEA con un contenido máximo de.32 mol H2S/mol DEA) proveniente de las plantas de Coker y Hidrotratamiento de Diesel (HDT). Una vez regenerada (.2 mol H2S/mol DEA), este adsorbente químico se utiliza en la Planta de Gas de la Unidad de Coker (Scrubber de Fuel Gas y Contactor de Aminas C3/C4) y en la Unidad HDT (Scrubber de Gas de Reciclo) para eliminarle el H 2 S que contiene la corriente de LPG. El gas ácido, generado continuamente al depurar el H2S de la solución de Amina Rica, se envía a las nuevas Unidades de Recuperación de Azufre. Descripción de los equipos principales Contactor de C3/C4 Amina (EA-355) La función de esta columna es eliminar el H2S de la corriente de C3/C4 (LPG) poniéndola en contacto con una disolución acuosa de amina. El contenido en H2S del C3/C4 que deja el contactor es una función de la concentración en amina de la corriente de amina fresca, de su caudal, del contenido residual en ácido, de la temperatura y, en menor extensión, del nivel interfacial. La corriente de amina fresca a la columna dispone de un controlador independiente. El aumento del caudal de amina fresca produce una reducción del contenido en H2S del C3/C4 LPG. La fuerza de la amina fresca debe estar comprendida en el intervalo 5 % peso ±1 a 2%. Si no es así, deberán hacerse los ajustes necesarios para que el contenido en H2S sea de 5 ppm o inferior. Asimismo, el nivel interfacial debe comprobarse porque si es muy bajo, el contacto entre fases será muy pobre y el contenido en H2S del producto aumentará. Scrubber de Gas de coque producto Amina (EA-354) La función de esta columna es eliminar el H2S del fuel-gas ácido poniéndolo en contacto con una disolución acuosa de amina. Las consideraciones hechas para el contactor C3/C4 - Amina son válidas también para este sistema. Es muy importante que la temperatura de la amina fresca sea cuando menos 6 ºC (preferentemente 8ºC) más alta que la del gas a tratar, ya que la condensación de hidrocarburos pesados produce espumas y disminuye la eficacia de eliminación. 22

31 La absorción de H2S y de CO2 en amina es exotérmica y el calor de reacción desprendido se elimina en la corriente de amina rica que sale de los fondos de la columna. Si se reduce el caudal de amina, la temperatura en la parte superior del scrubber aumenta, con lo que las presiones parciales de equilibrio de los componentes del gas ácido aumentan. Consecuentemente, se excederán las especificaciones de cabeza de estos componentes. Por el contrario, si se aumenta excesivamente el caudal de amina, la columna se sobrecarga por inundación. En consecuencia, se pierde eficacia y el gas llevará un excesivo contenido en compuestos ácidos. Scrubber de Gas de Reciclo (EA-181) Se deben tener las mismas consideraciones que el equipo de Gas de coque producto Amina perteneciente a la Planta de Coker EA-354, la diferencia es que la EA-181 trabaja a mucho mayor presión alrededor de los 98 kg/cm 2 g. Flash Drum de Aminas (F-41) El Flash Drum de Aminas (F-41) está diseñado para limitar la cantidad de arrastre de hidrocarburos en la Amina Rica que se va a regenerar. Este tambor está diseñado para separar la carga en tres fases distintas; dos fases de líquido (hidrocarburos más pesados y amina) y una fase de vapor (hidrocarburos más livianos y H2S). Sin embargo, las condiciones de operación (6.2 kg/cm2g) aseguran que no se producirá flasheo. Filtro de Amina Rica (L-45) Este equipo se incluye para disminuir el contenido de sólidos (sulfuro de hierro y sales estables al calor), minimizando así la tendencia a la espumación en el Regenerador de Aminas. El diseño de este filtro se basa en un 1% de la circulación de Amina Rica. Intercambiador de Amina Pobre/Rica (C-41) La temperatura de salida de la Amina Rica se estableció en 93 C. Este nivel de temperatura proporciona un enfoque suficiente para lograr un buen diseño térmico con dos (2) carcasas en serie. Más aún, la temperatura anterior corresponde al límite superior recomendado que permite la operación sin flasheo en la válvula de control de flujo de Amina Rica. Regeneradora de Aminas (E-41) La simulación de la Regeneradora de Aminas ha tomado las siguientes consideraciones: Residuos de Amina Pobre:.2 kg-mol H2S/kg-mol DEA. 23

32 Ocho (8) etapas teóricas. Una (1) etapa teórica sobre la entrada de la carga, equivalente a dos (2) bandejas reales (5% eficiencia). Siete (7) etapas teóricas bajo la entrada de la carga, equivalentes a veinticuatro (24) bandejas reales (3% eficiencia). La presión de operación en el tope (1.4 kg/cm2g) se basa en los requerimientos de las Unidades Recuperadoras de Azufre (.8 kg/cm2g) para el Gas Ácido. La presión de operación en el fondo (1.675 kg/cm2g) se basa en la P máxima permisible de.275 kg/cm2g en la torre (.1 kg/cm2g / bandeja). Condensador de Tope del Regenerador de Aminas (C-43) El Condensador de Tope del Regenerador de Aminas (intercambiador enfriado por aire) ha sido simulado considerando como temperatura de condensación 5 C se ha determinado basándose en la minimización de las pérdidas de H2O con la corriente de Gas Ácido. Tambor de Reflujo del Regenerador de Aminas (F-42) El Tambor de Reflujo del Regenerador de Aminas está diseñado para separar la carga de la corriente de entrada en tres fases; dos fases de líquido (hidrocarburos y amina) y una fase de vapor (gas ácido). Reboiler del Regenerador de Aminas (C-42) El Reboiler del Regenerador de Aminas ha sido especificado basándose en las siguientes consideraciones: Se inyecta vapor sobrecalentado como medio de calentamiento. La presión y temperatura del vapor es 8.35 kg/cm2g y 18 C respectivamente 1. El delta de presión del reboiler es.15 kg/cm2 El flujo de vapor es kg/h. La temperatura de salida del vapor es de ºC Bomba de Producto de Fondo del Regenerador de Aminas (J-41 A/B) Esta bomba por diseño se ha especificado con una sobrecapacidad de 1%. Para la simulación se ha especificado la presión normal de descarga de la bomba que es 3.96 kg/cm2g. Enfriador de Amina Pobre (C-44) 1 La temperatura máxima de contacto de metal interna permitida es 15ºC y la temperatura de degradación de la amina es 125ºC. 24

33 El Enfriador de Amina Pobre (intercambiador enfriado por aire) se ha especificado considerando una temperatura de salida de la amina pobre de 45 C ésta temperatura se ha establecido basándose en las condiciones de operación más adecuadas en los absorbedores. Estanque de Almacenamiento / Retención de Aminas (T-41) El Estanque de Almacenamiento / Retención de Aminas cuenta con las características para retener un inventario de solución de amina pobre que se utilizará como make-up para las Plantas de Coker y HDT. El volumen de retención (11 m3 entre LLL y HLL) equivale a aproximadamente 3 minutos de retención. Además de lo anterior, el estanque proporciona un tiempo de residencia suficiente para separar y desnatar los hidrocarburos adicionales que aún queden en la amina después de la separación en el flash drum. Se trata de un estanque API de techo fijo estándar. Es necesario mantener una atmósfera de nitrógeno para evitar el ingreso de oxígeno al estanque. Bomba de Carga de Amina Pobre (J-43 A/B) Se ha simulado esta bomba teniendo las siguientes consideraciones: Presión de succión -.3 kg/cm2g. Presión de diseño normal de descarga de 11.44kg/cm2g Filtros de Amina (L-41/42/43) Se ha considerado un slip stream del 25% de la circulación neta de amina como base de diseño para la filtración de las aminas. A continuación se describen los tres filtros presentes en el sistema de amina pobre de la planta: Filtro para la Solución de Aminas (L-41). Este filtro remueve las partículas sólidas (suciedad, óxido, sulfuro de hierro y otros materiales de esa naturaleza) de la amina pobre. Filtro de Carbón para Aminas (L-42). Este filtro absorbe hidrocarburos y remueve las impurezas disueltas de la amina pobre. 25

34 Filtro para Partículas en la Amina (L-43). Este filtro elimina las partículas adicionales y evita la presencia de carbón sólido que pueda filtrarse del filtro de carbón, evitando así que llegue a la amina pobre. Para efectos prácticos de la simulación estos tres filtros fueron considerados como un solo equipo debido a que la variable que se vería más afectada en el proceso es la presión la cual baja en forma considerable. La simulación considera una operación ideal por lo tanto el fluido estaría libre de impurezas. 26

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36 2.5 PROCESO PLANTA SOUR WATER STRIPPER N 1 (SWS 1) El stripper de aguas ácidas está diseñado para eliminar el H 2 S y NH 3 desde una corriente de 42,7 m 3 /h de aguas ácidas hasta niveles de 2 ppm y 1 ppm respectivamente. Las aguas ácidas de diversas fuentes de la Refinería se combinan en una sola corriente y son recibidas por el flush drum de aguas ácidas (F-11). Este flush drum está dividido en tres secciones separadas por baffles y rebosaderos. Las aguas ácidas entran en la sección media del tambor y es aquí donde los hidrocarburos forman una capa en la superficie del agua. La presión en el flush drum se mantiene en.67 Kg/cm 2. Los hidrocarburos livianos que se desprenden son conducidos hacia antorcha. Los hidrocarburos sobrantes que forman una capa son desplazados a un rebalse hacia la sección de hidrocarburos del tambor, y de ahí son bombeados hacia un estanque de slop aceite utilizando la bomba de slop aceite de aguas ácidas (J-12). En el extremo opuesto a la sección de hidrocarburos del tambor, las aguas ácidas libres de hidrocarburos pasan por un baffle y luego por un rebalse, hasta llegar a la sección de recolección de aguas ácidas. El volumen de aguas ácidas que sale desde el tambor es regulado por el controlador de nivel. Las aguas son bombeadas hacia el estanque de almacenamiento de aguas ácidas (T-11) utilizando la bomba de transferencia de aguas ácidas (J-11 A/B). El estanque de almacenamiento de aguas ácidas contribuye a la estabilidad de la operación de la Unidad. Además brinda un tiempo de residencia adicional para que se realice la separación de los hidrocarburos. El estanque tiene la capacidad de almacenamiento de tres días y está equipado con un eskimmer flotante para eliminar las capas de hidrocarburo que se puedan acumular las cuales son retiradas periódicamente hacia slop con la bomba J-16. Las aguas ácidas del estanque se bombean a través del lado de tubos del intercambiador de carga/fondo SWS (C-11) hacia el stripper (E-11) utilizando la bomba de alimentación de aguas ácidas (J-13 A/B). El intercambiador de carga/fondo utiliza el fondo del stripper para calentar las aguas ácidas desde 32ºC hasta 71ºC antes de que entren en el stripper. El volumen de alimentación hacia el stripper se fija basándose en los requerimientos de la unidad y es regulado utilizando un controlador de flujo. Las aguas ácidas entran en el stripper en el plato N 2 y descienden hasta llegar al plato N 35 donde son recolectadas y dirigidas hacia el reboiler (C-13). El reboiler trabaja con vapor de media presión, teniendo como alternativa vapor de baja presión (5 lb/pulg 2 ) cuando se procesa 28